石油催化裂化技术现状及未来发展趋势

1、目录摘要21前言31.1 炼油工业中催化裂化的地位及作用 31.2 催化裂化工艺技术的发展 31.2.1 催化裂化工艺技术的发展概况 32国内外催化裂化技术的发展 52.1 世界炼油工业发展现状 52.2 国内外催化裂化技术的发展 52.2.1 国内催化裂化技术的发展 52.2.2 国外催化裂化技术的发展 62.2.3 渣油催化裂化的特点 63催化裂化的反应机理 74催化裂化催化剂84.1 催化剂的研制与发展 84.2 裂化催化剂的种类94.2.1 无定形硅酸铝催化剂 94.2.2 分子筛催化剂结晶型硅酸铝 94.2.3 工业上用做催化剂 105催化裂化的新技术 105.1 毫秒催化裂化（ms

2、cc）工艺105.2 两段提升管催化裂化工艺 116我国的催化裂化技术与国外先进技术的差距 116.1 催化剂性能的差距116.2 fcc催化剂生产技术的差距 116.3 fcc装置运转水平 116.4 工艺技术及设备制造、自动化技术水平不高 126.5 汽油辛烷值较低 126.6 我国企业平均规模和单套装置能力偏低 126.7 工艺技术及设备制造、自动化技术水平不高 127未来我国催化裂化的发展方向 138 fcc面临的挑战13参考文献15摘要20世纪80年代以来，石油炼制产品的需求结构发生了较大的变化，即 对重质油或渣油的需求量逐步下降。同时，现在原料油的逐渐重质化和劣质化， 这就对重油深

3、度加工提出了更高的要求。重油催化裂化技术作为主要的重质油轻 质化手段得到了迅速的发展。本文通过介绍了其技术研究进展状况， 并从炼油工 艺、环境保护等方面分析了炼油用催化裂化技术的现状及发展趋势。关键词：重油催化裂化技术1前言1.1 炼油工业中催化裂化的地位及作用自1859年人类钻探出世界上第一口油井以来，石油便逐渐取代了煤成为 世界上最重要的应用能源和化工原料。 到目前为止，石油依然是促进社会经济发 展和提高人类生活水平的重要能源之一。在石油取代了煤成为主要的能源以后， 其在能源的消费结构比例中始终保持在 50%左右。根据国际能源署(iea)的预 测，未来30年化石燃料在能源的消费结构中仍将占

4、有不可取代的地位。预测在 未来半个世纪内，石油需求量仍将在整个世界的一次能源消费中所占比例将接近 50%,所有这一切都表明石油依然在全球能源消费中起到非常重要的作用。几年,催化裂化(fcc)技术已经逐渐成为石油深加工的重要手段，在石油炼制工业中 依旧占有重要的地位。在该技术的应用过程中，原油经过常、减压蒸储后的产物 将近一半是汽油、柴油等轻质油，剩下的便是重质油和渣油。如果不进行二次再 加工的话，就不能完全发挥其应有的作用，只能用作润滑油、重质燃料油和沥青， 大大的降低了石油的价值，而工业生产和我们生活中对它们的需求量却很小。同时，随着内燃机压缩比的提高，对汽油的辛烷值的应用标准提出了更高的要

5、求， 这就促使了 fcc工艺的产生与发展。fcc工艺是将重质油轻质化，需要产物是 液化气、汽油和柴油。由于其转化率较高，产品质量好，近几十年以来，fcc工 艺技术有了很大的提升与改进，生产规模也得到了很大的提高。催化裂化工艺技 术已经成为我国石油炼制工业当中的核心和石化经济效益的重要支柱。1.2 催化裂化工艺技术的发展催化裂化经过多半个世纪的发展，其在工艺水平、催化剂的研发及生产设备 制造等各方面都取得了显著的进步。催化裂化装置最显著的特点就是生产原料 广、加工深度和难度大、产品种类多，是炼油工业中最为复杂也是最重要的炼油 装置之一。1.2.1 催化裂化工艺技术的发展概况催化裂化工艺技术是在克

6、服热裂化技术缺点的基础上发展起来的。热裂化以常压重油、减压储分油、焦化蜡油等为原料，在高压(2.04.0mpa)、高温(450550c)下裂化生成裂化气、裂化汽油、裂化柴油及燃料油。热裂化汽油 成分比较复杂，其烯烂含量比较高，这就造成其辛烷值较低，抗爆性能较差，安 定性不够等缺陷。因此，不久热裂化技术就逐渐被催化裂化工艺技术所代替。催化裂化工艺装置可以分为固定床、移动床、流化床和提升管四种类型，世界上第 一套100kt/a催化裂化装置是由cross热裂化装置改组而成的，属于固定床反应 器。该装置是将小颗粒球状或片状催化剂预先放在反应器内，等原料油预热到 400c左右时进入反应器内反应，经过几分

7、钟到十几分钟的反应，由于表面积炭 而导致催化剂的活性下降，这时要停止进料，经水蒸汽吹扫后，通入空气进行再 生。等到催化剂活性恢复后，再通入原料油进行反应。该操作过程属于间歇式操 作，即反应和再生是在同一个设备内交替进行。由于其操作比较繁琐，难以控制，且设备结构复杂，用钢材量大，生产能力小，因此工业上早已淘汰。为了简化工 艺和提高生产能力，在40年代初期，工业生产上逐渐出现了移动床和流化床催 化裂化，最初的移动床催化裂化反应装置是由 socony vacuum石油公司建成的， 处理量为500kt/a,定名为tcc。在移动床催化裂化装置中，原料油和催化剂同 时进入到反应器顶部，通过接触反应后慢慢向

8、下移动。当移动到反应器的下部时， 催化剂表面已经沉积了一定量的焦炭， 当催化剂和油气进行分离时，油气从反应 器的中下部输出，催化剂则从底部通过气升管中的空气将其提升到再生器的顶部，之后再进入再生器内不间断向下移动，在移动过程中进行再生。tcc装置使用的颗粒尺寸为 636mm它在反应器和再生器之间循环流动， 实现了连续再 生。但是移动床技术也有其应用上的缺陷，设备比较复杂，钢材耗量大，操作控 制不方便，特别是处理量大于 800kt/a的大型装置，在经济和效益上都不如流化 床优越。因此，后来的流化床催化裂化技术得到了迅猛的发展，从而取代了移动床催化裂化反应装置。流化床催化裂化采用了先进的流化技术，

9、 使用的催化剂为 小30100仙mj微球催化剂，在反应器和再生器内，与反应油气和空气形成流化 状态来进行反应与再生。催化剂在两器之间就像流体流动一样， 循环起来非常方 便。由于在流化状态时，反应器和再生器内分布均匀，且催化剂循环量很大，可 携带的热量也多，这就减小了反应器和再生器内温度变化的幅度， 从而避免了设 置外取热器，使设备结构简单化。流化床催化裂化设备简单、处理量大、操作灵 活、产品性质稳定等优点，因而得到了广泛的应用。上个世纪50年代最具代表性的流化床装置是同高并列式密相床催化裂化。催化剂的巨大发展推动了催化裂 化技术的不断提高。在催化裂化工艺技术发展过程中，最早使用的是纯天然的活

10、性白土催化剂。后来人工合成出了硅酸铝催化剂，由于其具有良好的热稳定性和 耐磨性，因此，在工业上有了广泛的使用。到了 60年代初，分子筛催化剂问世， 它因活性高，选择性好的特点，从一定程度上促进了催化裂化装置流程和设备的 重大变革。为了充分发挥分子筛催化剂的优点，于是便发展了现在的提升管反应 器，反应器以高温和短接触时间的活塞流反应代替原来的床层反应，大大减少了二次反应，并且克服了返混的缺点，使生产能力大大提高。由于分子筛催化剂对积炭非常敏感，为了确保它的高活性，就必须得降低其积炭量。为了达到这样的 再生要求，在再生设备和工艺方面人们还发展了两段再生、高效再生和高温再生 等新型再生技术2国内外催

11、化裂化技术的发展2.1 世界炼油工业发展现状原油必须经过各种物理及化学加工过程转变为石油产品后才能被有效利用， 这些转化过程的组合就构成石油炼制过程。经过150年的发展，石油炼制工业已经成为世界石油经济不可分割的一部分，各种炼油技术相继被开发出来，并被成功地应用于工业生产，极大地增加了石油产品的数量和提高了石油产品的质 量。随着世界经济的不断发展，各国对石油产品的需求也不断增加.世界原油加工能力总体呈现出不断增加的趋势。全球炼厂的结构和规模也处于不断调整之 中，一些能耗高、规模小的炼厂被迫关闭，新建炼厂的规模增大，原有炼厂也在 不断地进行扩能改造。至u2012年，分布在全球的炼厂共有757个，

12、其中美国143 个，中国105个，俄罗斯52个。世界炼油能力最大的国家是美国，具原油蒸储 能力约占世界的1/5;其次为俄罗斯和日本，分别占6.6%和5.8%;中国排名第四， 占5.5%。世界前十大炼油国家的原油蒸储能力就达到了世界原油蒸储能力的 54.2%.世界排名前3位的炼油公司仍然是exxonmobil,shell和bpamoco,其原油 蒸储能力分别占世界的6.5%,5.9%?口4.0%.我国的中国石化（sinopec）和中国石 油（cnpc）分别排在第5位和第12位，原油蒸储能力分别为2.67和1.79 mb/d.2003年，世界上最大的炼油厂是位于委内瑞拉的帕拉瓜纳炼制中心， 其原

13、油蒸储能力为940 kb/d（合4700万t/a）.除此之外，世界排名前16位的大型炼油厂 中有6座位于亚太地区，3座位于美国，3座位于中东地区，其他3座分别位于 俄罗斯、荷兰和维尔京群岛.随着世界炼油厂的规模越来越大，炼油装置的规模 也向大型化方向发展，其中单套常减压蒸储的能力达到了1275万t/a,单套催化裂化（fcc）能力达到了 600万t/a,渣油催化裂化（rfcc）能力也达到了 425万t/a.2.2 国内外催化裂化技术的发展2.2.1 国内催化裂化技术的发展20世纪50年代中期，我国开始对催化裂化进行了早期的研究，除此之外， 我国还自行投产了一套移动床催化裂化装置，从此之后，我国炼

14、油工业进入了一个全新的阶段。我国流化催化裂化技术发展的很快， 继抚顺石油二厂、大庆炼油 厂两套0.6mt/a同高并列式流化催化裂化装置投产之后，齐鲁石化胜利炼油厂也成功地投产了一套三器流化循环催化裂化装置。这标识着我国催化裂化工艺技 术发展的第一个高潮。80年代初期，我国能源结构发生了变化，由于原油的重 质化等原因使得重油催化裂化技术也应运而生，这就从一定程度上推动了我国催 化裂化技术发展的新高潮。在借鉴国外新技术的基础上，北京石化设计院、洛阳 石化设计院和中石化石油化工科学研究院等多家单位通过努力，1983年8月在石家庄炼油厂新投产的高低并列式催化裂化装置上，大庆炼油厂常压渣油催化裂 化装置

15、一次性试验成功。随后，关于该方面研究的多项试验都取得了成功。目前，我国催化裂化技术还处在不断探索和发展阶段，需要改进的地方还很多，利用催化裂化工艺派生出的 家族工艺”有多种，其中有多产低烷烯妊或高辛烷值汽油的 dcc、mio、argg等工艺以及催化裂化降烯姓:含量的 mip、mgd和fdfcc等 新工艺。这些新工艺不仅推动了我国催化裂化工艺技术的进步，同时也满足了炼油厂产品结构升级和产品质量提高的需求。2.2.2 国外催化裂化技术的发展催化裂化炼油工艺的加工能力和工艺复杂程度均位于所有二次加工之首。 自193浒4月6日世界第一套催化裂化装置（100kt/a）投产以来，催化裂化技术 表现出了旺盛

16、的生命力。1943年，第一套移动床催化裂化装置在 beaumont炼 油厂正式投产，处理能力为600kt/a。自从1946年硅铝微球催化剂问世以来，esso 公司便推出了 一种新型流化催化裂化装置。与移动床装置相比，这种流化催化裂 化装置的反再两器高度降到了 3035m,简化了设备结构，这就从某种程度上降 低了建设投资费用。上世纪50年代，uop公司推广了高低并列式直提升管装置 设计，该类装置反应器可采用密相床操作， 也可采用零料位操作，此后又逐渐演 变成全提升管的高低并列式装置。1995年，uop公司又推出了 x-设计构型。具 特点是将部分待生催化剂和再生催化剂在一个混合罐内混合，然后送往提

17、升管反应器。在较低的催化剂温度下可以减小催化剂和原料油初始接触时的热裂化反应 强度，大剂油比可以提高催化剂的动态活性。2.2.3 渣油催化裂化的特点渣油催化裂化的特殊性在于它是由渣油原料的特性决定的。渣油是原油中较重的组分，其中含大量的胶质、沥青质和各种稠环姓类，残炭值相当高。除此之外，渣油中还富集了原油中的很多重金属和大量的硫、氮等杂质。正因为渣油拥有这种性质，使的渣油催化裂化具有以下三个特点：焦炭产率高；由于渣油的h/c低、胶质、沥青质和稠环芳姓含量高以及金属 污染催化剂严重，导致裂化过程大量生焦。金属污染催化剂严重；富集在渣油中的金属在催化剂反应过程中几乎全部沉积 在催化剂上，严重污染了

18、催化剂。产品含硫含氮量高；由于渣油含硫含氮量高，所以催化裂化产物的含硫含氮量 也高。这不仅影响产品的质量，增加设备的腐蚀程度，而且生产过程中产生的sox 和nox对环境也造成了严重的危害。3催化裂化的反应机理要了解单体姓在催化裂化条件下如何进行反应，解释裂化气体中c3、c4含量多较以及汽油中异构姓含量偏多的现象， 就很有必要讨论并研究姓类在裂化 催化剂上进行反应的机理。目前，学术界对催化裂化反应机理解释较好的一种是 正碳离子机理。正碳离子是烧分子中一个碳原子缺少一对电子所形成的带正电荷 的离子，如 hr ： c : ch； 十 lq这种离子不能在溶液中离解出来自由存在，只能吸附在催化剂表面参加

19、化学反 应。烯姓的双键中有一个键被断开，同时再加上一个质子（h+）,而质子的添加规律是：由于含氢少的另一个碳原子缺少一对电子，因此就会形成正碳离子。裂化反应是c-c键的断裂反应，反应速度较快，这是催化裂化的主要反应，几 乎所有姓类都能进行，特别是烷姓和烯姓。（1）烷姓（正构烷和异构烷）裂化生成烯姓和小分子烷姓。cnh2n+2 - cmh2m + cph2p+2式中 n = m + p（2）烯姓（正构烯及异构烯）裂化生成两个分子较小的烯姓cn h2n - cm h2m + cp h2p式中 n = m + p氢转移反应以及异构化反应机理：氢转移反应是从正碳离子开始的，其中正碳离子是由于烯姓接受一

20、个质子形 成的。正碳离子最终会由于各种变化变成一个烷烧。供氢”分子则形成了一个新的正碳离子，有禾i于反应的循环进行。 ch3chch3 + rh ch3ch2ch3 + r 叔正碳离子最大的优点就是易于生成， 较稳定，因此，异丁烷及异戊烷等的生成 速率较快。异构化反应的本质是重排反应，烯姓的异构化反应有两种：一种是分 子骨架结构改变，正构烯姓变成异构烯烧；另一种是分子中的双键向中间位置转 移。h.c=chch3chhy=+-h+ch3chci kch.ch3 r +小c%ch = chch?c%+h+氢转移+ch c = chci0chm chscctbatclh - ch5chchch3ch

21、5i一 疗 iich3ch%cii3甲基转移 -ch3chchch2ch3 fch3域转移十-wci3ch2cch2ch3 r _i+hchfhchc = cchhmch34催化裂化催化剂4.1 催化剂的研制与发展催化过程在石油加工中占有很重要的地位， 它与经济的发展、环保问题的解 决密切相关。许多技术的改进和突破都是基于对分子催化反应进行重组的理论。随着加工深度的提高，渣油加氢精制倍受重视，它需要高选择性、少生焦而操作 条件又尽量缓和的催化剂，因此催化剂的活性和稳定性应该更高。 加拿大alberta 研究中心开发了（hc ）3胶态催化剂加氢裂化工艺，适用于转化高沥青质和高金 属含量的渣油。催

22、化剂以半胶态均匀分散在油中，克服了沥青覆盖活性中心或堵塞催化剂孔道使催化剂失活的问题， 操作弹性大。渣油的 转化率可从5 0 %增加至9 5 %, 当转化率达到8 0 %时，硫也随同被脱除。烷 基化催化剂液体酸将被环境友好的固体酸所取代。 目前世界上各大研究开发中心正在致力于中型试验，但运转周期短、催化剂易失活是影响它实现工业化的主要 原因。对于催化裂化催化剂，更趋向于灵活的添加物组合形式，根据不同需要组合特殊的功能组分，使之有利于多产烯烧。在渣油f c c催化剂中，扩散是主要的影响因素，尤其在沸石中，中等大小的分子就会遇到扩散受阻。pdvsainterep开发了一种集中孔、微孔于一体的新催化

23、材料。engelhard公司采用py-rochem技术稳定沸石组分，由于除去了骨架外的无定形铝，因而改善了焦炭 和干气的选择性。grace-davison为了提高单位活性比表面积(比表面积 /活性) 采用小晶粒沸石。4.2 裂化催化剂的种类4.2.1 无定形硅酸铝催化剂无定形硅酸铝催化剂如天然活性白土、人工合成硅酸铝，主要化学成分是氧化硅、氧化铝和水。合成硅酸铝又分为低铝和高铝两种，低铝硅酸铝含氧化铝10 13%,高铝硅酸铝含氧化铝约25%。无定形硅酸铝催化剂具有许多大小不一的微 孔，平均孔径47nm,比表面积500700m2/g。它的催化活性来源于其表面的 酸性。4.2.2 分子筛催化剂结晶

24、型硅酸铝分子筛催化剂-结晶型硅酸铝与无定型硅酸铝相比，分子筛具有更高的选 择性、活性和稳定性。分子筛催化剂的化学组成可以用通式表示：mx/n (alo 3)x(sio2)y .2h2o 式中符号：m一分子筛中可交换的金属阳离子；n一金属离子的原子价(na+1.ca+2,稀土 re+3);x, y一表示结构中各元素的原子数； z一结晶水的分子数。分子筛是具有品格结构的硅酸铝盐，也称沸石，具有很大的内表面，新鲜 分子筛的比表面600800m2/g。它具有稳定的、均一的微孔结构，孔径大小为分 子大小数量级。按组成和晶体结构分为多种类型， 如4a、5a、x、丫、丝光沸石。 应用于催化裂化的主要是y型分

25、子筛。沸石分子筛结晶型的硅铝酸盐。化学组成可表为：mx/n（alo2）x（sio2）y zh2o。例：a沸石 na12（alo2）12 （sio2）12 zh2o x 沸石 na86（alo2）86（sio2）106 zh2o y 沸石 na56（alo2）56 （sio2）136 zh2o 也可用 磷、钱、错、锐、铭、铁等元素替代或部分取代骨架硅或铝，而形成一些杂原子 型分子筛。天然分子筛（沸石）已发现约40多种，人工合成分子筛已多达一、二 百种。沸石分子筛的结构单元及其平面表示硅、铝氧四面体（硅、铝位于四面体 重心，氧在四面体角顶）是为第一结构单元；一级单元以氧为桥（氧桥）首尾相 连而成第

26、二结构单元（环），如单四元环（s4r平面四边形，其边代表氧桥， 顶点为硅、铝等），单六、八元环（s6r, s8r）等；各种单多元环以氧桥连接， 形成第三结构单元（多面体和笼），如双四、六、八元环（d4r,亦称立方体笼； d6r,亦称六角柱笼；d8r,亦称八面柱笼）及b笼等。它的特性：（1）骨架结构 中形成许多有规则的孔道和空腔；（2）在孔道和空腔中的阳离子（平衡骨架阴电 荷）是可交换的。工业用分子筛催化剂的种类。4.2.3工业上用做催化剂工业上用做催化剂的有三种：（1） rey （稀土）型分子筛以稀土金属离子置换na+,我国主要用于直储瓦斯油的催化裂化，条件比较缓和。裂化活性高、 水热稳定好、

27、汽油收率高；焦炭和气体的产率也高；汽油的辛烷值低；因为酸性 中心多，氢转移反应能力强。（2） usy （超稳）型分子筛：经脱铝稳定化处理的 y型分子筛。有较高的硅铝比、较小的晶胞常数，结构稳定提高、耐热和化学稳 定性增强。酸性中心减少，降低了氢转移反应活性，产物中烯烧增多，汽油的辛 烷值提高、焦炭产率少。选择性提高，酸性中心少，裂化活性低。（3） rehy （稀土氢）型分子筛：h+部分取代了 re3+的交换量，兼顾了 rey型分子筛和h型分 子筛的特点，具有较高的活性和稳定性，选择性提高。5催化裂化的新技术5.1 毫秒催化裂化（mscc）工艺它是由美国公司（uop）开发的，它与传统催化裂化工艺

28、的区别是在高剂 油比下用超短接触时间完成裂化反应。 主要技术特点：催化剂在反应区内向下流动；原料油以垂直方向进入催化剂区内反应产物和催化剂水平流过反应区；在极短时间内完成裂化反应，并进行油气催化剂的快速分离。5.2 两段提升管催化裂化工艺在常规提升管反应系统中，油气和催化剂沿提升管上行，边流动边反应，在 反应过程中不断有焦炭沉积在催化剂表面上，是催化剂的活性及选择性急剧下 降。研究表明，在反应进行1s左右之后，催化剂的活性下降率50%左右。因此, 在提升管反应器的后半段，是在催化剂性能比较恶劣的条件下进行转化反应的， 另外催化原料油和初始反应中间产物的反应性能各不相同，而现有提升管反应器都让其

29、经历同样的反应条件。新的两段提升管催化裂化工艺，克服了以上缺点。6我国的催化裂化技术与国外先进技术的差距6.1 催化剂性能的差距我国催化裂化催化剂和国外产品相比， 催化剂的活性、选择性、水热稳定性 等性质均在同一水平，而且配方基本相同，均采用超稳y型分子筛、高岭土和粘合剂制成，19871990年，国内开发的超稳y型催化剂和国外催化剂处于同等 水平，但从199锵1997年以后，国产新催化剂性能明显优于国外同时代的新产品， 国产渣油催化剂具有更好的重油裂化能力，抗金属污染，优良的焦炭选择性，并且在催化剂单耗上也低于国外。我国开发的催化裂化家族技术所用的催化剂具有 世界水平。在今后裂化催化剂与国外的

30、竞争中，关键是要开发新一代的分子筛裂 化活性组分，从近期看，国内外在新型分子筛方面均难有突破。催化助剂，特别 是环保助剂与国外差距明显拉大。 多功能型助剂在国外已工业化，如no还原和 co氧化助剂、脱sox剂等，国内只有co助燃剂在工业装置上应用。6.2 fcc催化剂生产技术的差距我国裂化催化剂生产的规模经济不如国外， 只有2030kt/a,使成本处于劣 势。国外催化剂厂生产规模为每年十几万吨至几十万吨。兰州炼油化工总厂催化 剂经过三年奋斗虽然已经取得了 岂个95 %”的成果，使生产技术与国外差距缩短 了一些，但仍存在催化剂制备的原材料不稳定、 不精细和生产成本高等问题，在 原材料的处理和加工

31、、成品的储存、调配和包装上，需要继续完善并改造。6.3 fcc装置运转水平我国催化裂化装置运转水平不高，表现在催化裂化装置的主要经济技术指标上有明显的差距包括：fcc装置的能耗高、催化剂单耗高、装置加工损失率 偏高、开工周期短、装置利用率低等。全球fcc单套装置平均规模为20003000 kt/a,我国为 9001000 kt/a。6.4 工艺技术及设备制造、自动化技术水平不高国内mscc类的新工艺需下功夫加以开发应用。进料喷嘴尚需进一步改 进和正确实用，直联封闭式旋风分离器、多段汽提以及混合温度控制、分别进料 的技术国内尚是空白，有待开发。fcc装置设备和自动化水平较低，研究开发 能力不足，

32、工程能力不强。计算机在线、离线调优，先进控制及专家系统等的差 距更大。6.5 汽油辛烷值较低国外fcc汽油辛烷值全储分平均为 mon 80.5, ron 92,最高mon 83, ron 96;最低mon 78 , ron 89。我国fcc汽油辛烷值mon 为7881、ron为 8892;大部分加工石蜡基原油的厂家,fcc汽油mon 一股为7879, ron在88以下。这将给汽油升级换代带来困难。6.6 我国企业平均规模和单套装置能力偏低全球fcc单套装置平均规模为20003000 kt/a,我国为9001000 kt/a。6.7 工艺技术及设备制造、自动化技术水平不高国内mscc类的新工艺需

33、下功夫加以开发应用。进料喷嘴尚需进一步改进 和正确实用，直联封闭式旋风分离器、多段汽提以及混合温度控制、分别进料的 技术国内尚是空白，有待开发。fcc装置设备和自动化水平较低，研究开发能 力不足，工程能力不强。计算机在线、离线调优，先进控制及专家系统等的差距 更大。7未来我国催化裂化的发展方向基于我国原油资源的特点和fcc在二次加工能力中占绝对比重的现状，未 来fcc仍然是我国重油轻质化和生产汽油的主要加工技术。加强技术创新，注 重现有工艺、催化剂、工程技术和生产技术的改进以及现有装置的改造。 fcc装 置将会在高苛刻度下运转，尽可能掺炼更多的渣油，实现炼油工业尽可能低的投 资把原油转变成符合

34、环保法规要求的石油产品。所以为逐步调整原油加工工艺的 结构，近几年，催化裂化技术的发展正围绕着以下几个方面：(1)加工重质原料油；过去，催化裂化原料只仅限于减压分储油，由于对 轻质油的需求量日益增长，重油催化裂化技术的开发就愈显重要， 如常压渣油的 加工、沥青残渣油的脱除等，以此来提高经济效益。因此，直接炼常压渣油或催 化裂化掺炼渣油技术具有很大的发展空间。现在以渣油为裂化原料主要遇到两个 困难：第一，渣油含有较多的沥青质和多环芳烧， 这就造成裂化时焦炭产率比较 高；第二，重金属严重污染了催化剂，极大地降低了催化剂的选择性和活性。而 决解决这些困难主要需要大力发展催化剂和新工艺技术。例如，催化

35、剂方面，研制一种新型的抗金属污染能力强、 耐磨性能和稳定性优良、选择性高的催化剂以 及钝化金属的技术；工艺技术方面，在研究生焦过程机理的基础上对设备和工艺 条件进行改进，以减少焦炭产率。(2)提高汽油的高辛烷值；为提高环境质量，各国都要求降低汽油中的含 铅量甚至达到无铅标准，因此，如何提高催化裂化汽油的辛烷值， 成为科技工作 者普遍关注的题。(3)降低能耗费用；重油催化裂化时能耗与焦炭的产率成正比，我们可以 通过降低焦炭产率的方式来降低催化裂化装置能耗。除此之外，还可以通过充分 利用再生烟气co的燃烧热、发展再生烟气热能利用技术来实现我们所要达到的 目的。(4)降低环境污染；催化裂化装置运行过

36、程中对大气也会造成严重的污染， 其排放的主要污染源有：co、nox、sox和再生烟气中的一些粉尘；还有一些 碱渣等都会对我们的生存环境造成严重的威胁。机理的基础上对设备和工艺条件 进行改进，以减少焦炭产率。8 fcc面临的挑战传统的催化裂化原料主要是减压储分油。由于对轻质油的需求不断增长以 及原油价格的提高，利用催化裂化技术加工重质原料油如常压重油、脱沥青残渣 等可以得到较大的经济效益。如何解决在加工重质原料油时焦碳产率高、 重金属 污染催化剂严重等问题，是催化裂化催化剂和工艺技术发展中的一个重要方向。催化裂化装置能耗较大，降低能耗的潜力也较大。降低能耗的主要方向是降低焦 碳产率、充分利用再生

37、烟气中co的燃烧热以及发展再生烟气热能利用技术等。催化裂化装置的主要污染源是再生烟气中的粉尘、co、so2和nox。随着环境保护立法日趋严格，消除污染的问题也日益显得重要。 例如，结合我国国情多产 柴油；又如多产丙烯、丁烯、甚至是多产乙烯的新催化剂和工艺技术。为了正确 设计、预测以及应用计算机优化控制，都需要有正确的模拟催化裂化过程的数学 模型。由于催化裂化过程的复杂性，在这方面还有许多要研究和开发的技术。参考文献1秦富礼.石油炼制中的催化剂问题研究j.中国石油和化工标准与质 量,2012,04:44-45.2李国栋.石油炼制加工及常用工艺流程介绍j.中国石油和化工标准与质量,2012,08:

38、291-295.3徐艳杰卢艳娟.谈石油炼制化工工艺j.民营科技,2012,12:70-75.4tuszynski,william j,stevens,et al.organicpolysulfide-impregnated catalyst and method of preparation and use. 20015杨效礼，王树宏，乐精华，张琳，王锐科.石油炼制用阀门使用特性的分析j.阀 门,2013,02:24-25.6陈祖庇.浅议重油催化裂化技术的进步j.炼油技术与工程，2007, 37(11): 1-4.7闫平祥，刘植昌，高金森，等.重油催化裂化工艺的新进展j.当代化工，2004,

39、33(3): 136-140.8 rusten b, siljudalen j g, strand h. upgrading of a biological chemical treatment plant for cheese factory wastewater j water sci tech 2001, 14(11)： 41-49.9 sari luostarinen, sami luste, lara valentin, et al. nitrogen removal from on-site treated anaerobic effluents using intermitten

40、tly aerated moving bed biofilm reactors at low temperaturesj. water research 2006, (40)： 1607-1615. 10 johnson c h, page m w, blaha l. full scale moving bed biofilm reactor results from refinery and slaughter house treatment facilitiesj .watersci . tech, 2000, 41(4): 401-407.11 rusten b, kolkinn o ,

41、 ?degaard h. moving bed biofilm reactor and chemical precipitation for high efficiency treatment of wastewater from small communitiesj. water sci tech 2002, 35(6): 7i-79.12merzouki m , berne n, delgenes j p et a1. biological denitrifying phosphorus removal in sbr： effect of added nitrate concentrati

42、on and sludgeretention timej. wat sci tech, 2001, 43(3): 191-194.13卢春喜，刘为民，高金森，等.重油催化裂化反应系统集成技术及应用j .石 化技术与应用，2006, 24(1): 1-4.14 gao j , chang j , lan x , et a1. cfd modeling of masstransfer and stripping efficiency in fccu strippersj. a1che journal, 2008, 54(5): 1 164 1 177.15gao j , lan x , fan y

43、 , et a1. cfd modeling and validation of the turbulent fluidized bed of fcc particlesj. aiche journal, 2009 55(7): 16801694.16王刚，张国磊，蓝兴英，等.高油一剂混合热量对重油催化裂化反应的影响j.石油学报，2009,1:56-61.17高浩华，王刚，张兆前，等.重油分级催化裂化反应性能j.石油学报：石油加工，2012, 28(6): 907-912.18geogers b.poreessof persulfurizing and controlling the acti

44、vity of catalyst for treating hydrocarbons. us:4977117.2001.19李大东.21世纪的炼油技术与催化j.石油学报(石油加工),2005, 21(3):17-24.20龙军.ripp炼油技术创新的实践与思考j.石油学报(石油加工)，2005,21(3): 29-33.21王欣,项铁丽，杜书田.石油炼制环境风险评价及事故预防措施j.环境工程,2009,s1:457-464.22寇栓虎，王继武，田金光.催化裂化装置催化剂废渣对炼厂及周边环境的污染研究j.延安大学学报(自然科学版),2009,04:65-67+71.23葛水荣，刘必强.试论石油炼

45、制过程中的清洁生产j.科技传 播,2010,15:73-76.24 amoldy p,de booys j l,soheeffr b, et al.tempeartuer-porgarmmedsulfiding and reduetion of coo/al2o3 catalysts. journal of catalysis .1985 15 mangnus p j,poels e k,vanlangeveld a d, et al.comparison of the sulfiding rate and mechanism of supported nio and nio2 particl

46、es. journal of catalysis . 199225 hoffer b w,francois d,particia j k, et al.characetriaztion of exsitupersulfided ni/al2o3 catalysts for pyrolysis gasoline hydorgenation. journal of catalysis . 200226 ledoux m j,mairie g,hnatezr s, et al. chem inst can . 198827 baudilio coto,rafael van grieken,jose

47、l pena,juan j. espada.ageneralized model to predict the liquid-liquid equilibrium in the systems furfural + lubricating oils. chemical engineering science . 200628戚鸣.伊拉克石油炼制与石油化工行业情况研究j.当代石油石 化,2010,09:40-50.29闵恩泽.石油炼制催化原始创新之路的探寻j.石油与天然气化 工,2011,01:1-7.30孙虎,刘月.基础石油炼制方法研究j.化学工程与装备,2011,05:148-153.31王

48、瑞杰.石油炼制设备腐蚀与防护措施j.中国石油和化工标准与质量,2011,08:281-282.32李伟.石油炼制行业主要污染源及污染物j.科技传播,2011,20:79-88.33左虎臣，闫青松,蔡伟.世界石油炼制技术的现状及发展趋势探析j.中国石油和化工标准与质量，2011,11:291-298.34杜志文.石油炼制中的加氢催化剂和技术讨论j.中国石油和化工标准与质量,2011,11:51.33刘芝芳.炼油废水处理现状及新工艺研究j.河南科技,2013,12:194-203.34项铁丽，刘继兴，张檀.石油炼制环境风险评价及事故预防措施分析j.资源节约与环保,2013,09:125-131.3

49、5徐仁.石油炼制加工工艺流程的再认识j.科技资讯,2013,16:76-79.36 arretz,emmanuel.method for pre-sulphurization of catalysts. . 200137张德义.21世纪初叶炼油工业展望j.炼油技术与工程，2003,33(1): 1-6.38 neuman d j.novel ebullated bed catalyst regeneration technol-ogy improves regenerated catalyst quality. 199539 ejisboust sonja.two-step proeess f

50、or sulfiding a catalyst containing an additive. us:6492296.200240 van gest j,lglise j,duehet j c.catalystic properties of como/al2o3 catalyst presulfided with alkyl poylsulfides:comparison with conventional sulfiding. journal of catalysis . 199441 dufresne, pierer,legall.process for presulfurization

51、 a hydorcarbon teratment catalyst. us:5397756 . 1995 9 dufresne, pierre,barhma, et al.poreess for presulufrizing by drotreatment catalysts. us:5922638.199942刘海燕，于建宁，鲍晓军.世界石油炼制技术现状及未来发展趋势j.过程工程学报,2007,01:176-185.43杨正顺.石油炼制催化剂的器外再生技术j.工业催化,2007,04:17-20.44杨永泰,thomas b.garrett.石油炼厂加工生物原料的前景j.中外能 源,2009

52、,07:59-66.45 seamans j d.method of presulfiding by drotreating catalyst. us:4719195.200146 maurice b,nanterre.porcess for presulufurizing of hydrocarbon treatment catalyst. us:4983558.200247daniel j,neuman.xpress:thefirst true ex-siru presulfiding proeess. 1998 npra ananual meeting . 2000.48 determi

53、nation of polycyclic aromatics in unused lubrica-ting base oils and asphaltene free petroleum fractions-dimethyl sulphoixide extraction refractive index method. bs 2000 1996,part 346 .49赵渊杰，王会东，关毅.芳香烧型橡胶填充油的研制j.合成橡胶工业.2006(05):291-298.50杨莹，张兰波.催化裂化油浆沉降剂的研究及应用j.石化技术与应用.2006(03):291-298.51田慧,刘建,张敬敏，缪希

54、平.采用 基准能耗”改进催化裂化装置用能j.石 化取术.2011(01):291-298.52徐仕光.重油催化裂化装置节能措施与效果分析j.黑龙江科技信息.2010(25):291-298.53束仁龙.催化裂化与气体分储装置热联合运行分析及工艺改进j.石油化工应用.2010(05) 5黄风林，黄勇，马敬，刘菊荣.催化裂化装置节能降耗措施分 析和实施j.石油炼制与化工.2010(01):291-298.54罗勤高.炼油装置低温热回收大小系统的综合应用j.石油炼制与化工.2009(06):291-298.55张鹏飞，王中江，张华伟,池红卫.吸收稳定系统能耗分析及优化j.化学工 程.2006(11)

55、:291-298.56 ernst worrell,hristina galitsky.energy efficiency improvement and cost saving opportunities for petroleum refineries. . 200557 al-riyami, b.a.,j klemes,and s. perry.heat integration retrofit analysis of a heat exchanger network of a fluid catalytic cracking plant. applied thermal engineering . 200158 hagelberg p,eilos i,hiltunen j.kinetic of catalytic cracking with short contact times. applied catalysis . 200259 maddhah a g,abul-hamayel m,aitani a m,et al.down-flowing fcc reactor. oil a